SU1523052A3 - Способ разделени продуктов реакции парофазной дегидроциклодимеризации С @ -С @ -углеводородов - Google Patents
Способ разделени продуктов реакции парофазной дегидроциклодимеризации С @ -С @ -углеводородов Download PDFInfo
- Publication number
- SU1523052A3 SU1523052A3 SU853960443A SU3960443A SU1523052A3 SU 1523052 A3 SU1523052 A3 SU 1523052A3 SU 853960443 A SU853960443 A SU 853960443A SU 3960443 A SU3960443 A SU 3960443A SU 1523052 A3 SU1523052 A3 SU 1523052A3
- Authority
- SU
- USSR - Soviet Union
- Prior art keywords
- hydrocarbons
- stream
- vapor
- liquid
- zone
- Prior art date
Links
Classifications
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C2/00—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms
- C07C2/76—Preparation of hydrocarbons from hydrocarbons containing a smaller number of carbon atoms by condensation of hydrocarbons with partial elimination of hydrogen
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C2523/00—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00
- C07C2523/08—Catalysts comprising metals or metal oxides or hydroxides, not provided for in group C07C2521/00 of gallium, indium or thallium
-
- C—CHEMISTRY; METALLURGY
- C07—ORGANIC CHEMISTRY
- C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
- C07C2529/00—Catalysts comprising molecular sieves
- C07C2529/04—Catalysts comprising molecular sieves having base-exchange properties, e.g. crystalline zeolites, pillared clays
Landscapes
- Chemical & Material Sciences (AREA)
- Organic Chemistry (AREA)
- Organic Low-Molecular-Weight Compounds And Preparation Thereof (AREA)
- Production Of Liquid Hydrocarbon Mixture For Refining Petroleum (AREA)
- Low-Molecular Organic Synthesis Reactions Using Catalysts (AREA)
Abstract
Изобретение касаетс производства углеводородов, в частности разделени продуктов реакции парофазной дегидроциклодимеризации C3-C4-Углеводородов в присутствии галийсодержащего катализатора на основе цеолита ZS M-5. Продукты реакции парофазной дегидроциклодимеризации подвергают частичной конденсации с последующим разделением в первой зоне парожидкостной сепарации на первый парофазный поток. Первый парофазный поток подвергают абсорбции обедненной поглотительной жидкостью в услови х, обеспечивающих поглощение бензола, с получением второго парофазного потока. Второй парофазный поток подвергают частичной конденсации с последующим разделением образовавшехс двухфазной смеси во второй зоне парожидкостной сепарации на третий парофазный поток. Давление третьего парофазного потока снижают в устройстве, генерирующем энергию, при услови х, обеспечивающих частичную конденсацию третьего парофазного потока с последующим разделением его в третьей зоне парожидкостной сепарации на четвертый парофазный поток. Второй и третий жидкостные потоки подают в отпарную колонну, в которой в услови х, обеспечивающих разделение углеводородов, получают суммарный верхний погонный поток, содержащий C1 - C2-углеводороды и водород и суммарный кубовый продукт, содержащий исходные углеводороды и толуол, который в четвертой зоне парожидкостной сепарации в услови х, обеспечивающих разделение, дел т на п тый парофазный поток, содержащий исходные углеводороды. 3 з.п. ф-лы.
Description
дукт (ароматические С -С -углёводороды ) из этой колрюйл направл ю во 2-ю ректификационную колонну,, в которой выдел ют суммарный верхний погон - бензол, выводимьШ в качестве целевого продукта, и кубовый продукт (ароматические Сд-углеводороды и то «м
луол}, часть которого вывод т в ка- чвстЕв целевого продукта, а другую часть - на абсорбцию в качестве обедненной поглотительной жидкости. Эти услови обеспечивают хорошую экономичность процесса. 3 з.п, ф-лы, J ил., . 3 табл.
Изобретение относитс к способам разделени продуктов реакции паро- фазной дегидроциклодимеризации Ci-углеводородов в гфисутствии. галий содерн ащего катализатора на основе цеолита типа ZSM-5..
Парофазный цоток, выход щий из зоны дегидроциклодимеризацииj содер- жит непрореагировавшие Исходньш углеводороды , водород, побочные ,- углеводороды, бензол, толуол.и Cg- ароматические углеводороды.
Цель изобретени - разработка зко ноМичного способа разделени продуктов реакции пзрофазной дегидроцикпо- димеризацци в присутствии га- лийсодержащёго -катализатора на основ цеолита типа.ZSM-5,
Способ согласно изобретению может быть осуществлен по технологической , предстаапёйнбй на чертежер
Иеходньш жидкий сырьевой поток, представл ющий собой смесь углеводо- родов, рбогащённуй пропаном и содержащую некоторое количество изобутана и нормального бутана, дел т на две части, одну из которых как правило большую, по линий 1 ввод т.в про- цеес дегидроцикподимеризациио Исходное сырье, поступающее по линии 1, смешивают с рецикловым продуктом, .подаваемым по линим 2, и по линии 3 ввод т в реактор 4 дегидроциклоди- меризации. Реактор 4 дегидроциклодимеризации предпочтительно представл ет собой многоступенчатый проточный реактор с;подвижным слоем катализатора , имеющего диаметр 0,4-3;, 175 мМо Катализатор содержит от 0,,О масо галли , предпочтительно ,0 масо%, на цеолите типа ZSM-5o
Зона реакции дегидроциклодимери- Ъации работает предпочтительно при температурах в пр&делах 487-565 С и давлении до 6895 кПаа
Вновь регенерированный катализатор по линии 5 поступает в верхнюю
5
0
5 0
0 Q
5
часть реакционной зоны реактора 4 и проходит вниз в пределах кругового объема задержки.катализатора. Использованный катализатор вывод т из нижней части реакционной зоны по линии 6 и транспортируют в соответствующее устройство регенерации катализатора . Загружаемый в реакционную зону по линии 3 поток предпочтительно делает несколько оборотов через различные секции каталитического при промежуточном нагреве дл подведени тепла дл эндотермической реакции дегидроциклодимеризациио В случае использовани потока с высоким содержа1шем олефинов реакци протекает экзотермически и требуютс промежуточные холодильникио в результа- . Те реакции образуетс парообразный поток, выход щий из зоны реакции по линии 7 и содержащий .ароматические углеводороды, побочные и продукты реакции и водород, помимо - непрореагировавших пропана и бутаново Выхрд 1щй из зоны реакции поток, проход щий по линии 7, частично конден- , сируетс при прохождении через устройство 8 косвенного тегшообменао Образующа с смесь пара и жидкости проходит в первую зону 9 парожидкост- ной сепарации, где происходит разделение на первый парофазный поток, выводимый по линии 10, и первый жидкостный поток, выводимый по линии
II.
Первый парофазный поток, выводимый по линии 10, содержит водород,. и С -побочные продукты, пропан, бутаны и бензол о Этот паровой поток подвергают сжатию в устройстве 12 и подают в нижнюю часть абсорбционной колонны i3o Предпочтительно давление, парофазного потока увеличивают до 448-2068 кПа и выше„ Более предпочтительно давление парофазного потока увеличить до 2413-5761 кПа, при этом особенно предпочтительным вл етс
давление свыше 3103 кЛа, Пары, наход щиес под давлением, проход т противотоком относительно потока с обедненной поглотительной жидкостмо, вводимой в абсорбционную колонну по линии 14о Практически весь бензол, содержащийс во вводимом парофазном потоке, извлекаетс и становитс частью жидкостного потока, проход щего , через абсорбер, В результате образуетс второй парофазный. потокj содержащий водород, С -С -углеводо- роды исходные углеводороды и толу- ол, выводимый по линии 15, и поток обогащенной поглотительной жидкости, выводимый по линии 16 о Второй парофазный поток по линии 15 проходит в зону 17 осушки о
В.зоне осушки происходит удаление воды, котора может вызвать замерзание в низкотемпературном технологическом оборудовании Высушенный таким образом второй парофазный поток по линии 18 подают в устройство 19 косвенного теплообмена, которое используют в качестве ребойлера отпар- мой колонны .20, Дополнительное охлаждение обеспечивают с помощью допе нительного устройства (не показано). Второй парофазный поток охлаждают таким образом и частично конденсирую до подачи во вторую зону 21 парожид- костной сепарации 3 Парообразные материалы , поступающие в зону 21 сепарации , отдел ютс и образуют третий парофазный поток, проход щий по линии 22, и второй жидкостный поток. Давление парового потока снижают в энерготурбине 23, котора генерирует полезную механическую энергию дл питани , например, электрического Генераторао Поток, выход щий с турбины при более низких давлении и температуре, проходит по линии 24 в третий парожидкостный сепаратор 25 где его дел т на четвертый парофазный поток и третий жидкостный поток.
Второй жидкостный поток, выводимый из з.оны 21 сепарации, поступает по линии 26 в отпарную колонну 20, Аналогично третий жидкостный поток , выводимый из сепаратора 25 по линии 27, поступает в отпарную колонну Указанные жидкостные потоки содержат более т желые углеводороды, поступающие в эту зону самоохлаждени „ Поэтому второй жидкостный поток содержит толуол и исходные пропа
S
0
0
и. Вутаны, Третий жидкостный поток, Выводимый ПО линии 27, содержит исходный пропан Оба жидкостных потока также содержат растворенные более легкие углеводороды и водород. Эти более легкие соединени извлекают из НВОДИ14ЫХ жидкостей в отпарной колонне 20 и получают суш арный верхний паровой погоНу выход Ер1Й по линии 28. Этот суммарньш верхний паровой погон содерхит водород и и леводородь о Его смешивают с четвертым паровым потоком, проход щим по линии 29 и содержащим водород, метан , а также С -углеводороды, и получают поток топливного газа, выводимый из процесса по линии 30«-Работа отпарной колонны щ ох6дит в таких услови х которые регулируют содержание С„--углеводородов в суммарном кубовом потоке, так как в.некоторых случа х может оказатьс необходи &1М ре- циркулирозать С -углеводороды в зо- 5 ну реакции Обычно и С5.-углево- дороды не образуютс из сырь , содержащего С -углеводороды,- и поэтому присутствуют в суммарном кубовом продукте в значительных количествах только в том случаеS если.содержатс
в исходном сь1рье,
t Предпочтительно нагрев отпарной колонньз осуществл ть с помощью тепла , образ ующегос :. за счет потока кубовой ЖИДКОСТИ; выводимого по линии 31 и проход щего через устройство 19 косвенного теплообменао Остальную часть кубовой жидкости вывод т по ,
0 линии 32 в виде суммарного кубового потока, содержап аго исходные углеводороды и толуол, который нагревают в устройстве 33 косвенного теплообмена . Затем этот поток поступает в четвертую зону 34 п ар ОНП-5Д костной сепарации , работающ по в услови х, которые способствуют испарению значительного количества пропана и любого из леводородов в случае отбора их в ку0 бовом продукте колонны 20 Этот ис- . пар ющ1-шс материал в качестве п того парофазного потока удал ют из зоны 34 сепарации по линии 35, сжимают в установке 36, а затем рециркули5 руют в зону реакции по линии 2 Четвертый жидкостный продукт, который собирают в четвертой з.оне сепарации, содержит npeHi-ii -ffliecTBeHHO толуол Его вывод т по линкги 37 о
5
5
Поток обогащенной поглотительной жидкости, содержащей бензол, выводимый по пинии 16 из адсорбционной коте лонны 13, смешивают с первым жидкостным потоком, проход щим по линии По Смесь этих двух потоков,.подайаейа по линии 38 вместе с четвёртым жидкостным потоком, проход щим по линии 37, поступает по линии 39 в первую ректификационную колонну-дебутаниз а тор 40„
В первую ректификационйую колонну по линии 41 подают меньшую оставшу-, юс часть нсходнь х углеводородов в качестве орошени с
По линии ;42 из первой ректифика™ ционной колонны вывод т суммарньй верхний погонный лоток,содержащий сходные углеводороды и практически ; не содержащий Cg4ryгJ1eвoдopoдoв. Этот noTok смешивают с потоком,. выводимь м по Линии 35 из, четвертой зоны 34 па ро сидкостной сепа:рации5 и по лийнй 2 в качестве рецикла подают на смеше- ние с остальной частью исходных СдВблее т жёлые С
Сф-углеводородов,
углеводороды, которые поступают в коонну ,-40, -концентрируютс в первом суммарном ку бовом жсндкостном ното- ке, который подают по;линии 42 во,... вторую.рейтификационную колонну 43о
Таким обр азом, С -углеводороДЫ рецир- кулируют в зоне реакций и обеспечи-. вают пр мое,получение.С -углеводородов: высокой .степени чистотыс- Углево- дороды.9 заГружаемь1е -во вторую ректи- фикационную колонну, раздел ютс V ; здесь на второй суммарный верхний по- гонный цртож, выводимый по линии .44 предпочтительно представл ющий собой поток бензола высокой степени чистоты, который также содержит относительно небольшое количество С, Углеводородов 5 образуюгцихс в процессе .переработки.и поступающих в Э.ТУ колонну. С -углев6дороды, кото- . рые проход т по линии 42, превращаютс в более.т желые продукты Толуол ксилолы и более т жёлые ароматические углеводороды из колонны 43 вывод т в составе второго суммарного кубового продукта по линии 45 о Второй суммарный кубовый продукт раздел ют
На поток целевого продукта, удал е- , мого по линии 46,,. и рециркул ционньй поток, по линии 14 поступающий в ад- сорбционную колонну 13 в виде потока Обедненной поглотительной жидкости
0
5
0
5
D
5
0
5
Q
5
Схема, представленна на чертеже, З протцена, так как на ней не показаны некоторые теплообменники, системы технологического контрол , насосы и системы отбора верхних фракций ректификационных колонн и испарители
и т,По
Дп простоты теплообмен, схема которого шэказана на чертеже, сведен к минимуму Выбор средств теплообмена , используемых дл до стижени необ- ходамой степени обогрева и охлаждени в различных точках схемы зависит от Toroj как они используютс Например , в зависимости от конкретного расположени и условий осуществлени данного процесса может оказатьс желательным использовать теплообмен с паром, нагретым маслом или технологическими потоками из других технологических установок, не показанных на чертеже
П р и м а Ре Теоретическа эксплуатаци промьшшенной установ.ки дегйд- роциклодимеризации, в которой используетс технологический процесс, схема которого изображена на чер.теже
Приведенные в,примере расчетные, результаты вл ютс достаточнь1ми дл изображени .реальной работы,: .так . как фактические потоки почти не отличаютс ,от расчетнь1х благода р - откло- нени м.подачи или различным селектив- ност м катализатора .и Общий . расход сырьевого потока, подаваемого в процесс, составл ет 57253,3 кг/ч. Этот поток содержит 281,3 кг/ч .; леводородов, 151 ,6 кг/ч С -непредель- ных .углеводородов, 21215 кг/ч леводородов, 5-80,,8 кг/ч i-C -Henpe- дельных углеводородов, 14549,2 кг/ч .-углеводородов, 14158,7 кг/ч . п Сф-угЛеводородов и 256,7 кг/ч i-Cj- углеводородово 85 масо% этого сырье- ового потока ввод т непосредственно в зо лу реакции. Второй поток аналогич- нОго соста.ва, но содержащий лишь 15 мас,% от общей загрузки, направл ют в верхнюю часть первой ректификационной колонны-дебутанизатора, имеющей 15 ситЬобразкых тарелок Основной сырьевой поток совместно с потоком рецикла пропускают через реактор с получением вытекающего из реактора потока с общим расходом пор дка 77818,2 кг/ч, Этот поток содержит 18204,4 кг/ч пропана, 1175,6 кг/ч бу- танов, 5606,1 кг/ч бензола, 12343,9
91523052
кг/ч толуола, 6381,3 кг/ч ксилолов и значительные количества водорода, метана и этана. Вытекающий из реактора поток содержит также некоторые количества этилена, пропилена, изо- бутилена, этилбензола и Са1--аромати- ческих углеводородов. Вытекающий из
:реактора поток охлаждают до температуры около 40°С и пропускают в пер
вую парожидкостную зону сепарации ил сепаратор 9 низкого давлени . Этот сепаратор работает при давлении около 448 кПа избыточных Вытекающий из реактора поток поступает в сепара тор низкого давлени в виде смешанного фазного потока, который разде-, л ют на первый жидкостной поток с раходом пор дка 25437,1 кг/ч и первый парофазный поток, соответствующий расходу пор дка 52381,2 кг/ч. При этих услови х в первом парофазном потоке содержитс свьше 95% углеводородов Cj и ниже, которые поступают в зону сепарации, Парофазный поток содержит более т желые углеводороды, в том числе около 1208 кг/ч С -уг е- водородов, 1484 кг/ч бензола и около 968 кг/ч толуола.
Первый парофазный поток, выход щий из сепаратора низкого давлени , подвергают сжатию в двухступенчатой компрессорной установке 12 снабженной холодильником и барабаном дл сепарации конденсата В результате этого в нижнюю часть абсорбционной колонны 13 (абсорбера) ввод т газовый поток с температурой около 17 и давлением около 3599 кПа избыточных. Этот газовый поток проходит снизу вверх через абсорбер противотоком по отношению к потоку десорбирован- Ной поглотительной жидкости, котора поступает в верхнюю часть абсор
бера при температуре около 16 С при расходе 2736,5 кг/ч.
В результате указанной обработки газового потока происходит практическое удаление всего бензола из газвого потока и некоторого количества пропана и выделение толуола в газовый поток. Расход газового потока, выход щего из абсорбера, составл ет 44528,8 кг/ч. Этот газовый поток охлаждают с 17 С до температуры около путем косвенного теплообмена ребойлере 19 отпарной колонны 20 Далее его охлаждают путем косвенного теплообмена до температуры -29 С
10
0
0
5
0
5
0
5
0
5
и пропускают в холодный сепаратор высокого давлени или во вторую парожидкостную зону 21 сепарации при давлении пор дка 3344 -кПа избыточных . Жидкость, собранную э холодном сепараторе высокого давлени , вывод т при расходе, равном 18243,8 кг/ч, Тре- ;тий парофазный поток, отводимый из холодного сепаратора высокого давлени в количестве 26295 подают в расширительную турбину, где его давление снижаетс до 414 кПа избыточных оТемпература цотока снижаетс до температуры -81 С. Вытекающий из экспандера поток пропускают через паро- жидкостньш сепаратор 25 и раздел ют на третий жидкостньй поток с расходом пор дка 4574,7 кг/ч и четвертый парофазный поток, который вывод т в Систему топливного газа Этот третий жидкостной поток совместно с жидкостным потоком, выведенным из холодного Сепаратора 21 высокого дав.пени , ввод т в отпарную колонну 20, имеющую.15 ситчатых тарелок на разных уровн х, разделенных по меньшей мере двум или более ректификационтадми тарелками . Расход чистого потока топливного газа составл ет 30154,7 кг/ч. Верхний
парофазный поток, выведенный из отпарной колонны легких фракций, имеет .температуру -38 С и давление 414 кПа избыточных. Отпарна колонна работает при температуре кубовой жидкости, равной -17 С, Верхний погонный поток отпарной колонны содержит около 1664 кг/ч метана, 4448 кг/ч этана и 1960 кг/ч пропана. Суммарный кубовый поток отпарной колонны также содержит зтан, пропилен, изобутан и нормальный бутан и толуол совместно с небольшими количествами С ароматических углеводородов . Суммарный кубовый поток раздел ют в четвертой зоне 34 паро- жидкостной сепарации, работающей при температуре около -16°С и давлении 207 кПа избыточных, В результате сепарации получают парофазный поток в количестве 10800,9 кг/ч, который возвращают в Зону реакции, и жидкостный поток, который направл ют в дебу- танизатор в количестве 3582,5 кг/ч.
Количество верхнего погонного I потока дебутанизатора равно 18344,1 кг/ч. Этот поток содержит около 10878 кг/ч пропана и 5137 кг/ч бутана. Он также содержит значитель1 1523052
ные количества этана и метана и большие количества водорода э тклена, пропилена, изобутилена и бензола Верхний парофазный погонный поток двбутанизатора имеет температуру около 36 С и давление 862 кПа избыточных , Дебутанизатор эксплуатируют при температуре кубовой жидкости, равной okoлo . Расход суммарного JQ кубового потока дебутанизатора состав- |Л ет 28927,5 кг/ч. Этот поток содер-- жит около 5522 кг/ч бензола, 13908 кг/ч толуола и 2613 кг/ч С аромати- ческих углеводородов, при этом осталъ- ное в этом потоке составл ет Cg-apo- матические углеводороды
Этот поток раздел ют во второй ректификационной колонне (бензольной колонне) на бензол высокой чистоты, 20 отбираемый в качестве погонного потока в количестве 5582,1 кг/ч,, Осталь- ные углеводороды, поступающие в бензольную колонну, раздел ют на поток обедненной поглотительной жидкости и 25 суммарный поток C --ароматических углеводородов, расход которого составл ет 21462,9 кг/ч.
Рабочие услови по основным аппара- там на приведенной схеме и потокам, зо не указанные в примере, приведены в табл.1.
в
В табл.2 представлен материальный баланс процесса по исходному сырью и целевым продуктам,
В табЛоЗ приведены расходы основных технологических пот.оков по схеме на чертеке.
Claims (1)
1. Способ разделени продуктов реакции пароЛазной дегидроциклодимериза- ции С -С -углеводородов в присутствии 45 галийсодержащего i катализатора на основе цеолита типа ZSM-5, содержащих непрореагировавшие исходные углеводороды , водород, .побочные С -С -углево- дороды, бензол, толуол и Cg-ароматн- ческие углеводороды, о т л и ч а ю - щ и и с тем, что продукть реакции парофазной дегидроциклодимеризации подвергают частичной конденсации с последующим разделением в первой зоне парожидкостной. сепарации на первый парофазный поток, содержащий водород, С,-С -углеводороды, исходные углеводо роды и бензол, и первый жидкостный
55
12
Q
0 5
о
5
0
50
45
55
потокS содержащий исходные углеводороды , бензол, толуол и Сц-ароматические углеводороды, первый парофазный поток подвергают абсорбции обедненной поглотительной жидкостью в услови х , обеспечивающих поглощение бензола, с получением второго парофазного потока, содержащего водород, С -С -углеводоро- ды, исходные углеводороды, толуол, и потока обогащенной поглотительной жидкости , содержащего исходные углеводороды , бензол и толуол, второй парофазный поток подвергают частичной конденсации с последующим разделением образовавшейс двухфазной смеси во второй зоне парожидкостной сепарации на третий парофазный поток, содержащий водород , Cj-Cg -углеводороды и исходные углеводороды, и второй жидкостный поток, содержащий исходные углеводороды и толуол, давление третьего парофазного потока снижают в устройстве, генерирующем энергию,при услови х, обеспечивающих частичную конденсацию третьего парофазного потока,с последующим разделением его в третьей зоне парожидкостной сепарации на четвёртый парофазный поток, содержащий йодород и.метан, и третий жидкостный поток, содержавший С -углеводоро- ды и исходные углеводороды, второй и третий жидкостные потоки подают з от- парную колонну, в которой в услови х, обеспечивающих разделение углеводородов , получают суммарный верхний погонный поток, содержащий С -С -угле- эодороды и водород и суммарный кубо- ; вый продукт, содержащий исходные углеводороды и толуол, который в четвертой зоне парожидкостной сепарации в услови х, обеспечивающих разделение , дел т на п 1ый парсфазиый поток, содержащий исходные углеводороды, подаваемый в зону,реакции дегидроцнкло- меризации, и четвертый жидкостный поток, содержащий толуол, подаваемый совместно с потоком обогащенной поглотительной жидкости и первым жидкостным продуктом в первую ректификационную колонну, в которую в качестве орошени подают часть исходных .- углеводородов и котора работает в услови х, обеспечивающих разделерше подаваемых углеводородов на первый суммарный верхний погонный поток, содержащий исходные углеводороды и практически не содержащий Cg-углеводоро- дов, направл емый в зону реакции дегидроциклодимеризации совместно с остальной частью исходных С -С -угле- водородов, и первый суммарный кубовый продукт, содержащий С -Сg-ароматические углеводороды, который во второй ректификационной колонне разде- . л ют на второй суммарный верхний по-. гонный поток, ссдаржапщй бензол, выводимый в качестве целевого продуй- . JQ та, и второй суммарный кубовый поток, содержащий толуол и Cg-ароматические углеводороды и практически не содержащий бензолаS часть которого.вывод т в качестве целевого продукта, другую {5 часть второго суммарного кубового продукта подают в зону абсорбции в качестве обедненной поглотительной жидкости ,
2о Способ по По 1, о т л и ч а ю - 20
щ и и с тем, что, второй паро- фазный поток перед подачей его во
вторую зону парожидкостной сепарации охлаждают путем косвенного теплообмена с жидкостью, выводимой из. нижней 25
части отпарной колонныо 3. Способ по п,1, о т л и ч а ю- и с тем, что третий жидкостный поток подают в отпарную колонну выше точки подачи второго жидкостно- JQ 1го потока в отпарную колонну,
4о Способ по п.1, о т л и ч а - щ и и с тем, что первый cy fмapный
н
ш1
л
281,3
151,6
27275,0
580,8.
14549,2
14158,7
256,7
1677,1
13898,4
585,9
10702,9
193,0
3068.2
1,8
9,0
8,7
верхний погонный поток перед подачей в зону дегидроциклодимеризации смешивают с остальной частью исходных С -С -углеводородов
. .. а б л и ц а 1
Рабочие услови
498 517 40 448 17 3599 -29 3344 -81 414 20 и-22 414 -16 207 .
бо214 861 152 83
Т а б л и ц а 2
12339,8 523,4
15
1523052
Расходы потоков.(кг/ч)
16 Продолжение табл.2
ТаблицаЗ
Продолжение табл.3
Продолжение табл.3
11
V
Applications Claiming Priority (1)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| US06/659,794 US4528412A (en) | 1984-10-11 | 1984-10-11 | Dehydrocyclodimerization process |
Publications (1)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| SU1523052A3 true SU1523052A3 (ru) | 1989-11-15 |
Family
ID=24646871
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| SU853960443A SU1523052A3 (ru) | 1984-10-11 | 1985-10-09 | Способ разделени продуктов реакции парофазной дегидроциклодимеризации С @ -С @ -углеводородов |
Country Status (12)
| Country | Link |
|---|---|
| US (1) | US4528412A (ru) |
| EP (1) | EP0178847B1 (ru) |
| JP (1) | JPS6191140A (ru) |
| CN (1) | CN1004270B (ru) |
| AU (1) | AU570816B2 (ru) |
| BR (1) | BR8505036A (ru) |
| CA (1) | CA1231981A (ru) |
| DE (1) | DE3567446D1 (ru) |
| MY (1) | MY101222A (ru) |
| NO (1) | NO169336C (ru) |
| NZ (1) | NZ212960A (ru) |
| SU (1) | SU1523052A3 (ru) |
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| EA008932B1 (ru) * | 2006-02-07 | 2007-10-26 | Генрих Семёнович Фалькевич | Способ разделения продуктов дегидроциклодимеризации пропана и бутана |
Families Citing this family (29)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US4528412A (en) * | 1984-10-11 | 1985-07-09 | Uop Inc. | Dehydrocyclodimerization process |
| US4634799A (en) * | 1985-11-21 | 1987-01-06 | Uop Inc. | Product recovery method for dehydrocyclodimerization process |
| US4642402A (en) * | 1985-12-30 | 1987-02-10 | Uop Inc. | Process for conversion of light aliphatic hydrocarbons to aromatics |
| US4677235A (en) * | 1986-03-07 | 1987-06-30 | Uop Inc. | Production of aromatic hydrocarbons from natural gas |
| US4806700A (en) * | 1986-10-22 | 1989-02-21 | Uop Inc. | Production of benzene from light hydrocarbons |
| GB8626532D0 (en) * | 1986-11-06 | 1986-12-10 | British Petroleum Co Plc | Chemical process |
| US4795844A (en) * | 1987-07-20 | 1989-01-03 | Uop Inc. | Process for conversion of light olefins to LPG and aromatics |
| GB8724458D0 (en) * | 1987-10-19 | 1987-11-25 | Secr Defence | Lateral cyano terphenyls |
| US4879424A (en) * | 1988-09-19 | 1989-11-07 | Mobil Oil Corporation | Conversion of alkanes to gasoline |
| US5043502A (en) * | 1990-03-16 | 1991-08-27 | Uop | Production of xylenes from light aliphatic hydrocarbons via dehydrocyclodimerization and methylation |
| US5763727A (en) * | 1993-02-01 | 1998-06-09 | Mobil Oil Corporation | Fluidized bed paraffin disproportionation |
| GB2287250A (en) * | 1994-03-11 | 1995-09-13 | Howard Julian Simons | Gasoline production using dehydrocyclodimerisation |
| US7205376B2 (en) * | 2004-05-04 | 2007-04-17 | General Electric Company | Processes for the production of cumene, polyetherimides, and polycarbonates |
| WO2007053061A2 (en) * | 2005-11-02 | 2007-05-10 | Genrikh Falkevich | Plant for the production of concentrated aromatic hydrocarbons from c3 and c4 hydrocarbons |
| JP5046583B2 (ja) * | 2006-08-07 | 2012-10-10 | Ｊｘ日鉱日石エネルギー株式会社 | 芳香族炭化水素の製造方法 |
| AU2008335195B2 (en) * | 2007-12-12 | 2011-03-10 | Shell Internationale Research Maatschappij B.V. | Process for the conversion of ethane or mixed lower alkanes to aromatic hydrocarbons |
| AU2009215687B2 (en) * | 2008-02-18 | 2011-03-24 | Shell Internationale Research Maatschappij B.V. | Process for the conversion of ethane to aromatic hydrocarbons |
| US8809608B2 (en) * | 2008-02-18 | 2014-08-19 | Shell Oil Company | Process for the conversion of lower alkanes to aromatic hydrocarbons |
| EA201070972A1 (ru) * | 2008-02-18 | 2011-02-28 | Шелл Интернэшнл Рисерч Маатсхаппий Б.В. | Способ конверсии этана в ароматические углеводороды |
| WO2009105447A1 (en) | 2008-02-20 | 2009-08-27 | Shell Oil Company | Process for the conversion of ethane to aromatic hydrocarbons |
| WO2011053747A1 (en) | 2009-11-02 | 2011-05-05 | Shell Oil Company | Process for the conversion of mixed lower alkanes to aromatic hydrocarbons |
| CN102892730A (zh) | 2010-05-12 | 2013-01-23 | 国际壳牌研究有限公司 | 低级烷烃转化为芳香烃的方法 |
| US9534174B2 (en) | 2012-07-27 | 2017-01-03 | Anellotech, Inc. | Fast catalytic pyrolysis with recycle of side products |
| RU2497929C1 (ru) * | 2012-09-06 | 2013-11-10 | Андрей Юрьевич Беляев | Способ подготовки смеси газообразных углеводородов для транспортировки |
| RU2520207C2 (ru) * | 2012-09-10 | 2014-06-20 | Андрей Владиславович Курочкин | Способ подготовки топливного газа |
| RU2497928C1 (ru) * | 2012-09-19 | 2013-11-10 | Общество с ограниченной ответственностью "ПРОТЭК" | Устройство подготовки смеси газообразных углеводородов для транспортировки |
| WO2016004248A2 (en) | 2014-07-01 | 2016-01-07 | Anellotech, Inc. | Improved processes for recovering valuable components from a catalytic fast pyrolysis process |
| CN108137434B (zh) | 2015-09-25 | 2020-07-03 | 埃克森美孚化学专利公司 | 非芳族烃的转化 |
| NL2018908B1 (en) * | 2017-05-12 | 2018-11-15 | Stichting Energieonderzoek Centrum Nederland | Production and isolation of monocyclic aromatic compounds from a gasification gas |
Family Cites Families (20)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| US2735876A (en) * | 1956-02-21 | Conversion of gaseoos- hydrocarbons | ||
| US2038834A (en) * | 1932-10-06 | 1936-04-28 | Phillips Petroleum Co | Process for converting hydrocarbons |
| US2900427A (en) * | 1956-09-28 | 1959-08-18 | Exxon Research Engineering Co | Production of aromatics from paraffin hydrocarbons |
| US2992283A (en) * | 1959-07-30 | 1961-07-11 | Exxon Research Engineering Co | Preparation of aromatic and saturated hydrocarbons |
| US3101261A (en) * | 1960-04-12 | 1963-08-20 | Exxon Research Engineering Co | Process for the recovery of hydrogen from hydrocarbon gas streams |
| US3537978A (en) * | 1968-12-27 | 1970-11-03 | Universal Oil Prod Co | Separation method |
| US3574089A (en) * | 1969-01-27 | 1971-04-06 | Universal Oil Prod Co | Gas separation from hydrogen containing hydrocarbon effluent |
| US3761389A (en) * | 1972-08-28 | 1973-09-25 | Mobil Oil Corp | Process of converting aliphatics to aromatics |
| US3843740A (en) * | 1972-11-21 | 1974-10-22 | Mobil Oil | Production of aromatics |
| US3879486A (en) * | 1973-01-18 | 1975-04-22 | Atlantic Richfield Co | Conversion of non-cyclic C{HD 3{B -C{HD 5 {B alkanes and alkenes to aromatic hydrocarbons |
| US4180689A (en) * | 1976-12-20 | 1979-12-25 | The British Petroleum Company Limited | Process for converting C3 -C12 hydrocarbons to aromatics over gallia-activated zeolite |
| NL190156C (nl) * | 1979-03-14 | 1993-11-16 | Shell Int Research | Werkwijze voor de bereiding van een aromatisch koolwaterstofmengsel. |
| US4356014A (en) * | 1979-04-04 | 1982-10-26 | Petrochem Consultants, Inc. | Cryogenic recovery of liquids from refinery off-gases |
| US4347394A (en) * | 1980-12-10 | 1982-08-31 | Chevron Research Company | Benzene synthesis |
| US4381418A (en) * | 1981-12-04 | 1983-04-26 | Uop Inc. | Catalytic dehydrogenation process |
| US4381417A (en) * | 1981-12-04 | 1983-04-26 | Uop Inc. | Catalytic dehydrogenation process |
| US4444988A (en) * | 1982-07-22 | 1984-04-24 | Mobil Oil Corporation | Use of liquefied propane and butane or butane recycle to control heat of reaction of converting olefins to gasoline and distillate |
| US4456779A (en) * | 1983-04-26 | 1984-06-26 | Mobil Oil Corporation | Catalytic conversion of olefins to higher hydrocarbons |
| US4528412A (en) * | 1984-10-11 | 1985-07-09 | Uop Inc. | Dehydrocyclodimerization process |
| US4634799A (en) * | 1985-11-21 | 1987-01-06 | Uop Inc. | Product recovery method for dehydrocyclodimerization process |
-
1984
- 1984-10-11 US US06/659,794 patent/US4528412A/en not_active Expired - Lifetime
-
1985
- 1985-07-29 AU AU45538/85A patent/AU570816B2/en not_active Ceased
- 1985-08-02 NZ NZ212960A patent/NZ212960A/en unknown
- 1985-08-09 CA CA000488419A patent/CA1231981A/en not_active Expired
- 1985-08-24 CN CN85106368.3A patent/CN1004270B/zh not_active Expired
- 1985-10-09 SU SU853960443A patent/SU1523052A3/ru active
- 1985-10-10 BR BR8505036A patent/BR8505036A/pt unknown
- 1985-10-10 NO NO854023A patent/NO169336C/no unknown
- 1985-10-10 EP EP85307248A patent/EP0178847B1/en not_active Expired
- 1985-10-10 DE DE8585307248T patent/DE3567446D1/de not_active Expired
- 1985-10-11 JP JP60226676A patent/JPS6191140A/ja active Granted
-
1987
- 1987-05-16 MY MYPI87000668A patent/MY101222A/en unknown
Non-Patent Citations (1)
| Title |
|---|
| Патент G JA № 444988, кл, 585- 415, 1984. Патент US № 4456779, кп. 585- 415, 1984, Патент DE 2620854, кло С 07 С 7/04, 1980. Патент ОМ № 4189689, кл., 585- 415, 1980. * |
Cited By (1)
| Publication number | Priority date | Publication date | Assignee | Title |
|---|---|---|---|---|
| EA008932B1 (ru) * | 2006-02-07 | 2007-10-26 | Генрих Семёнович Фалькевич | Способ разделения продуктов дегидроциклодимеризации пропана и бутана |
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| NZ212960A (en) | 1988-01-08 |
| NO854023L (no) | 1986-04-14 |
| MY101222A (en) | 1991-08-17 |
| CA1231981A (en) | 1988-01-26 |
| EP0178847A3 (en) | 1986-06-11 |
| EP0178847B1 (en) | 1989-01-11 |
| AU4553885A (en) | 1986-04-17 |
| CN1004270B (zh) | 1989-05-24 |
| AU570816B2 (en) | 1988-03-24 |
| JPH0378376B2 (ru) | 1991-12-13 |
| US4528412A (en) | 1985-07-09 |
| NO169336B (no) | 1992-03-02 |
| JPS6191140A (ja) | 1986-05-09 |
| NO169336C (no) | 1992-06-10 |
| EP0178847A2 (en) | 1986-04-23 |
| CN85106368A (zh) | 1987-06-03 |
| BR8505036A (pt) | 1986-07-29 |
| DE3567446D1 (en) | 1989-02-16 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| SU1523052A3 (ru) | Способ разделени продуктов реакции парофазной дегидроциклодимеризации С @ -С @ -углеводородов | |
| US10052608B2 (en) | Low emissions oxidative dehydrogenation apparatus for producing butadiene | |
| US5811621A (en) | Process for recovering ethylene from an olefin stream produced by a methanol to olefin reaction | |
| CN100368354C (zh) | C4馏分的连续分馏 | |
| CN101980758B (zh) | 用于制备烯烃的分批法和*** | |
| US4387263A (en) | Process for mixing olefins | |
| CN101287689B (zh) | 由甲醇和/或甲醚制备c2-c4烯烃的工艺和设备 | |
| RU2014343C1 (ru) | Способ выделения жидких углеводородов и установка для его осуществления | |
| RU2001102060A (ru) | Аппарат для отделения посредством дистилляции углеводородного компонента из смеси углеводородов, система для получения очищенного мономерного стирола и способ выделения мономерного стирола из смешанного углеводородного потока | |
| HU225347B1 (en) | Method for separating a c4 hydrocarbon mixture | |
| US20210292257A1 (en) | Ethane recovery process and alkylation process with ethane recovery | |
| RU2342357C2 (ru) | Селективное извлечение и рециркуляция диметилового эфира в способе превращения метанола в олефины | |
| CN110591751A (zh) | 一种轻烃回收技术改进工艺 | |
| JP2001506977A (ja) | エネルギー回収をともなったエポキシ化のための方法および反応器 | |
| US4479812A (en) | Sorption fractionation system for olefin separation | |
| GB2091756A (en) | Production of acetylene | |
| US7368617B2 (en) | Selective hydrogenation of acetylenes and dienes in a hydrocarbon stream | |
| JP2005533122A (ja) | 炭素数４〜８のオレフィンを含有する原料流からプロピレンを製造する方法 | |
| RU2139844C1 (ru) | Способ получения ароматических углеводородов из попутного газа | |
| KR20140053295A (ko) | 약한 열 분해로부터 탄화수소의 분리 시퀀스 | |
| JPS60228432A (ja) | 原料ｃ↓２流からアセチレンを除去する方法 | |
| CN86108600A (zh) | 脱氢环化二聚工艺的产品回收 | |
| RU2724583C1 (ru) | Установка для разделения продуктов реакции каталитической ароматизации углеводородов с3-с4 | |
| US3907669A (en) | Separation process with reduced energy consumption | |
| US3267028A (en) | Separation of wet pyrolysis gases by sorbent treating and fractionation |